Diseño de una planta de procesamiento de cascarilla de arroz para la producción de óxido de silicio amorfo y energía eléctrica

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(1)ESCUELA POLITÉCNICA NACIONAL. FACULTAD DE INGENIERÍA QUÍMICA Y AGROINDUSTRIA. DISEÑO DE UNA PLANTA DE PROCESAMIENTO DE CASCARILLA DE ARROZ PARA LA PRODUCCIÓN DE ÓXIDO DE SILICIO AMORFO Y DE ENERGÍA ELÉCTRICA. PROYECTO PREVIO A LA OBTENCIÓN DEL TÍTULO DE INGENIERO QUÍMICO. PATRICIO EDUARDO SILVA GUERRERO [email protected]. DIRECTOR: ING. MARCELO SALVADOR QUIÑONES [email protected]. Quito, diciembre de 2017.

(2) © Escuela Politécnica Nacional (2017) Reservados todos los derechos de reproducción.

(3) DECLARACIÓN. Yo, Patricio Eduardo Silva Guerrero, declaro que el trabajo aquí descrito es de mi autoría; que no ha sido previamente presentado para ningún grado o calificación profesional; y, que he consultado las referencias bibliográficas que se incluyen en este documento. La Escuela Politécnica Nacional puede hacer uso de los derechos correspondientes a este trabajo, según lo establecido por la Ley de Propiedad Intelectual, por su Reglamento y por la normativa institucional vigente.. __________________________________ Patricio Eduardo Silva Guerrero.

(4) CERTIFICACIÓN. Certifico que el presente trabajo fue desarrollado por el señor Patricio Eduardo Silva Guerrero, bajo mi supervisión.. ______________________________ Ing. Marcelo Salvador Quiñones DIRECTOR DE PROYECTO.

(5) AGRADECIMIENTOS. A Dios y a la vida. Entre tantas historias de lágrimas y risas, uno comprende que la felicidad está en aceptar cada uno de los momentos vividos.. A mi hijo Santiago, que, en su inocencia, ha sido mi apoyo más importante en las horas adversas.. A mis padres y hermanos, por su cariño, paciencia y aliento.. A mi abuelita Metita, quien siempre supo darme la motivación para seguir adelante.. A mi abuelito Edmundito, por su comprensión y sabios consejos.. A mi director, Marcelito, quien me dio su mano amiga para lograr culminar este proyecto.. A mis queridos amigos. Basta dedicarles aquella canción de Alberto Cortez para expresar mi sentimiento hacia ellos.. Y a Ivonne, con quien caminé de cerca en los años universitarios y ahora comparto la felicidad de ver crecer a un ser maravilloso..

(6) DEDICATORIA. A ti, mi pequeño Santi Edu. No dudo que llegarás a ser un gigante porque desde ya, has revolucionado un mundo entero: el mío. Este trabajo y mis más amorosas acciones son para ti..

(7) i. ÍNDICE DE CONTENIDOS PÁGINA RESUMEN. xi. 1. JUSTIFICACIÓN. 01. 2. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO. 03. 2.1. Gasificación de la cascarilla de arroz y combustión del carbón no quemado. 03. 2.2. Tratamiento de sólidos. 04. 2.3. Limpieza del gas de gasificación y generación de energía eléctrica. 05. 2.4. Recepción de la cascarilla de arroz y demás insumos. 06. 3. CRITERIOS DE DISEÑO. 07. 3.1. Reactor de gasificación y componentes 3.1.1 Reactor de gasificación 3.1.2 Plato de distribución de aire 3.1.3 Tornillos alimentadores de cascarilla y arena. 08 08 12 13. 3.2. Reactor de combustión 3.2.1 Cálculos estequiométricos 3.2.2 Diseño del sistema de remoción de calor 3.2.3 Dimensionamiento del reactor. 14 14 15 17. 3.3. Separadores ciclónicos. 21. 3.4. Enfriamiento de sólidos y separación de la arena y la ceniza de combustión 3.4.1 Enfriamiento de sólidos 3.4.2 Tamizaje 3.4.3 Separación gravimétrica. 27 27 27 30. 3.5. Molienda. 30. 3.6. Intercambiadores de calor de flujo cruzado. 31. 3.7. Columna de absorción. 34. 3.8. Columnas de absorción y de despojamiento. 38. 3.9. Diseño de los intercambiadores de calor de calentamiento y enfriamiento de biodiésel. 44.

(8) ii. 3.10. Selección del generador eléctrico. 47. 3.11. Dimensionamiento del equipo de almacenamiento de la cascarilla de arroz, la arena y el biodiésel. 47. 3.12. Dimensionamiento y selección de tuberías, bombas centrífugas y blowers 3.12.1 Dimensionamiento y selección de tuberías 3.12.2 Selección de bombas centrífugas y blowers. 48 48 49. 4. DISEÑO DE LA PLANTA. 52. 4.1. Diagramas de bloques BFD y diagrama de flujo PFD. 52. 4.2. Balance de masa. 52. 4.3. Planificación de la producción. 63. 4.4. Balance de energía. 63. 4.5. Disposición en planta (layout) y planos de elevación. 64. 4.6. Diagrama de tuberías e instrumentación (P & ID) y control. 64. 4.7. Dimensionamiento y hojas de especificaciones de los equipos propuestos. 74. 5. ESTUDIO DE PREFACTIBILIDAD ECONÓMICA. 95. 5.1. Inversiones. 95. 5.2. 5.3 5.4. Costos 5.2.1 Costos fijos 5.2.2 Costos variables Ingresos Indicadores económicos. 96 96 96 97 97. 6. CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES. 100. REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS. 101. ANEXOS. 111.

(9) iii. ÍNDICE DE TABLAS PÁGINA Tabla 3.1. Análisis proximal de la cascarilla de arroz. 07. Tabla 3.2. Composición mineral de la ceniza de la cascarilla de arroz. 07. Tabla 3.3. Parámetros ambientales de temperatura y humedad. 08. Tabla 3.4. Propiedades hidráulicas e hidrodinámicas de la arena y la cascarilla de arroz en los reactores de lecho fluidizado. 11. Proporciones estándar en las dimensiones de ciclones para diferentes usos. 22. Tabla 3.6. Valores para los factores C, D y E en la Ecuación 3.47. 29. Tabla 3.7. Propiedades del biodiésel comercial a utilizarse en la columna de absorción. 39. Características principales de los anillos Raschig de empaque en las columnas de absorción. 42. Viscosidad, difusividad del naftaleno y número de Schmidt para el gas en la columna de absorción. 43. Tabla 3.10. Coeficientes globales de transferencia de calor típicos. 46. Tabla 3.11. Rango de velocidades recomendadas para la conducción de diferentes fluidos en líneas de proceso. 49. Tabla 4.1. Propiedades del dióxido de silicio amorfo producido. 52. Tabla 4.2. Flujo, composición, temperatura y presión de cada una de las corrientes en los diagramas PDF 57. Tabla 4.3. Interpretación de la simbología utilizada en los diagramas P&ID. 65. Tabla 4.4. Interpretación de las letras de identificación utilizadas en la simbología de los diagramas P&ID. 65. Tabla 4.5. Denominación de equipos principales en la planta. 66. Tabla 4.6. Diámetros, longitudes y materiales de las líneas de proceso. 67. Tabla 5.1. Montos de inversión. 95. Tabla 5.2. Costos fijos. 96. Tabla 5.3. Costos variables. 96. Tabla 5.4. Ingresos totales anuales. 97. Tabla 3.5. Tabla 3.8 Tabla 3.9.

(10) iv. Tabla 5.5. Flujo de caja del proyecto analizado, a 10 años. 97. Tabla 5.6. Valores de indicadores económicos TIR y VAN. 97. Tabla 5.7. TIR y VAN a 10 y 20 años, para valores de producción de 1 696,08, 2 000,00 y 3 000,00 t/año. 99. Tabla AI.1. Composición aproximada de la cascarilla de arroz, sin tomar en cuenta cenizas 113. Tabla AI.2. Resultados de la simulación en MATLAB® para la operación continua del reactor de gasificación 119. Tabla AI.3. Flujo másico y composición de la corriente de salida del reactor de gasificación. 120. Parámetros de diseño para los tornillos alimentadores de cascarilla de arroz y arena, para los flujos volumétricos calculados. 121. Valores del cálculo del flujo de partículas arrastradas hacia el primer ciclón a la salida del reactor de gasificación. 124. Eficiencias de recolección del primer ciclón a la salida del reactor de gasificación por tamaño de partícula y flujos de partículas perdidas y recirculadas. 125. Tabla AI.4 Tabla AI.5 Tabla AI.6. Tabla AI.7. Tabla AI.8. Eficiencias de recolección del segundo ciclón a la salida del reactor de gasificación por tamaño de partícula y flujos de partículas perdidas y recirculadas 126. Valores de ∆!&",#$% y de los coeficientes de la Ecuación AI.9 para cada compuesto en el reactor de combustión 129 Resultados obtenidos de las ecuaciones para el balance de energía del reactor de combustión. 130. Tabla AI.10 Resultados obtenidos del cálculo de ciertas condiciones de operación en el reactor de combustión. 131. Tabla AI.9. Tabla AI.11 Composición porcentual del lecho del reactor de combustión y del flujo de partículas eluidas en cuanto a los tamaños de partícula 132 Tabla AI.12 Altura mínima del reactor según velocidad de ascenso y tiempo de combustión completa de las partículas de carbón en el reactor de combustión. 134. Tabla AI.13 Eficiencias de recolección del ciclón a la salida del reactor de combustión por tamaño de partícula y flujos de partículas perdidas y recirculadas 139 Tabla AI.14 Resultados obtenidos para la selección del intercambiador de calor para el enfriamiento de sólidos 140 Tabla AI.15 Características del intercambiador de calor para el enfriamiento de.

(11) v. sólidos. 140. Tabla AI.16 Apertura de malla y diámetro del hilo de alambre de las mallas a utilizar para el tamizaje de arena y ceniza 145 Tabla AI.17 Constantes de la Ecuación 3.47 para las mallas seleccionadas para el tamizaje de la corriente 22, de acuerdo con la Figura 4.3 y a la Tabla 4.2. 145. Tabla AI.18 Área calculada para las mallas seleccionadas para el tamizaje de la corriente 22. 146. Tabla AI.19 Áreas calculadas para las mallas seleccionada para el tamizaje de las corrientes 27 y 32. 146. Tabla AI.20 Porcentaje de partículas retenidas en el tamiz S-124 y flujos de las corrientes de salida. 147. Tabla AI.21 Porcentaje de partículas retenidas en el tamiz S-125 y flujos de las corrientes de salida. 147. Tabla AI.22 Velocidades terminales para cada rango de tamaño partícula de los sólidos que entran a los separadores S-122 y S-123. 148. Tabla AI.23 Flujos de las corrientes de salida de los separadores S-122 y S-123. 149. Tabla AI.24 Características del haz de tubos de arreglo triangular en el intercambiador E-111 152 Tabla AI.25 Características de la tubería seleccionada para el haz de tubos. 152. Tabla AI.26 Características de las aletas de aluminio para el intercambiador E-111. 152. Tabla AI.27 Propiedades del aire y número de Prandlt para Ta = 412,5 oC. 153. Tabla AI.28 Propiedades del gas y número de Prandlt para Tm = 112,5 oC. 153. Tabla AI.29 Factores de incrustación típicos de acuerdo al fluido que circula por el intercambiador de calor 161 Tabla AI.30 Ejemplo de cálculo mediante iteraciones para obtener la temperatura de salida de los gases en el intercambio de calor con aire atmosférico 164 Tabla AI.31 Resultados obtenidos del dimensionamiento del intercambiador de calor E-122 165 Tabla AI.32 Constantes para la Ecuación 3.60 para el agua y el naftaleno. 166. Tabla AI.33 Cantidad de alquitranes y agua que condensan en la columna de absorción Venturi y en el ciclón acoplado. 166. Tabla AI.34 Resultados obtenidos del balance energético en la columna Venturi. 167. Tabla AI.35 Eficiencia de remoción de partículas en la columna Venturi, diámetro de corte = 0,2 µm. 168.

(12) vi. Tabla AI.36 Eficiencia de remoción de partículas en la columna Venturi, diámetro de corte = 0,4 µm. 169. Tabla AI.37 Balance de masa en la columna de absorción. 170. Tabla AI.38 Balance de masa en la columna de despojamiento. 173. Tabla AI.39 Resultados obtenidos del diseño de la columna de despojamiento. 173. Tabla AI.40 Flujos, temperaturas y áreas de intercambio en los intercambiadores de enfriamiento y calentamiento de biodiésel 175 Tabla AI.41 Volúmenes de los silos de cascarilla de arroz, arena y del tanque de biodiésel. 176. Tabla AI.42 Caída de presión en el flujo de gas a través de los equipos de proceso. 179. Tabla AI.43 Altura y Potencia de bombas y blowers. 179. Tabla AII.1. Factores para el cálculo del costo de adquisición de los equipos de la planta. 181. Tabla AII.2 Costos unitarios de adquisición aproximados para cada uno de los equipos de la planta. 182. Tabla AII.3 Salarios anuales por las posiciones asignadas en planta. 184. Tabla AII.4 Consumo eléctrico anual de los equipos de la planta, en kW-h y en USD 186 Tabla AII.5 Flujo de caja del proyecto analizado, a 4 años. 187. Tabla AIII.1 Reacciones que ocurren el reactor de gasificación. 189.

(13) vii. ÍNDICE DE FIGURAS PÁGINA Diagrama simplificado del proceso de producción de dióxido de silicio amorfo y energía eléctrica. 3. Figura 3.1. Correlaciones de Zens & Weil para el cálculo de TDH. 10. Figura 3.2. Parámetros de diseño de los alimentadores de tornillos para la cascarilla de arroz y la arena, de acuerdo con el flujo másico 13. Figura 3.3. Representación de la circulación líquido – vapor en el sistema de absorción de calor del reactor de combustión. 16. Distribución de tamaños de partículas de la ceniza en el lecho de los reactores de gasificación y de combustión. 20. Figura 3.5. Distribución de tamaños de partículas de arena usada en los reactores. 20. Figura 3.6. Número de vueltas en el ciclón de acuerdo con la velocidad de entrada o de salida. 24. Figura 3.7 Figura 3.8. Eficiencia de colección de partículas aisladas Corrección de la eficiencia por el efecto del flujo de sólidos en el gas. 25 26. Figura 3.9. Factor de capacidad del tamiz en función de la apertura de malla. 28. Figura 3.10. Factor de corrección A para el cálculo de la capacidad del tamiz, en función del porcentaje de menor tamaño que la mitad de la apertura de malla. 29. Diámetro de corte como función de la relación de corte y la desviación estándar de la distribución de tamaño de partícula. 35. Caída de presión como una función del diámetro de corte (Para una columna de absoción Venturi se utiliza la línea número 4). 36. Figura 3.13. Relación entre la caída de presión, velocidad de garganta y L/G. 36. Figura 3.14. Diagrama del Venturi con ciclón recolector de niebla acoplado. 37. Figura 3.15. Dimensiones del Venturi en función de la capacidad. 38. Figura 3.16. Diagrama esquemático de la columna de absorción. 40. Figura 3.17. Coeficiente de equilibrio del naftaleno en biodiésel, en función de la temperatura. 41. Factor de corrección para intercambiadores de tubos y coraza, con dos pasos por los tubos y uno por la coraza. 46. Figura 2.1. Figura 3.4. Figura 3.11 Figura 3.12. Figura 3.18.

(14) viii. Figura 3.19. Diagrama de Moody para la determinación del factor de fricción f en tuberías, de acuerdo con el material y al número de Reynolds. 51. Figura 3.20. Longitud equivalente para el cálculo de pérdida de carga por accesorios 51. Figura 4.1. Diagrama de bloques (BFD). 53. Figura 4.2. PFD – 1/3. 54. Figura 4.3. PFD – 2/3. 55. Figura 4.4. PFD – 3/3. 56. Figura 4.5. Izquierda: Interpretación de la nomenclatura de los indicadores de control. Derecha: Interpretación de la nomenclatura de las líneas de flujo del proceso. 64. Figura 4.6. Layout (Vista Superior) de la planta. 68. Figura 4.7. Vista en elevación en el corte A’. 69. Figura 4.8. P&ID – 1/4. 70. Figura 4.9. P&ID – 2/4. 71. Figura 4.10 P&ID – 3/4. 72. Figura 4.11. P&ID – 4/4. 73. Figura 5.1. Ingresos y costos con relación a la cantidad de SiO2 producida. 73. Figura AI.1 Curva granulométrica para la arena que entra al enfriamiento de sólidos en el intercambiador E-121 143 Figura AI.2 Curva granulométrica para la ceniza de cascarilla de arroz que entra al enfriamiento de sólidos en el intercambiador E-121 143 Figura AI.3 Curva granulométrica para la totalidad de los sólidos que entran al enfriamiento de sólidos en el intercambiador E-121. 144. Figura AI.4 Determinación del d80 de las partículas en la corriente de alimentación al molino 150 Figura AI.5 Distribución de tubos alternados en el intercambiador. 152. Figura AI.6 Resistencia máxima para aletas rectangulares, determinadas por el método de seccionamiento. 157. Figura AI.7 Factor de corrección de resistencia para aletas anuales y rectangulares. 159. Figura AI.8 Factor de corrección para el LMTD en un intercambiador de calor de flujo cruzado de un solo paso con uno de los fluidos mezclado y el otro no mezclado 163.

(15) ix. Figura AI.9 Factor de fricción y de correlación para un banco de tubos de arreglo escalonado. 165. Figura AI.10 Cálculo del d50 y el d84 para las partículas alimentadas en la columna de absorción Venturi. 167. Figura AI.11 Curvas de operación para la bomba FLOWMAX 5®. 178. Figura AII.1 Factores para la determinación de los costos ISBL, OSBL, D&E y X para el cálculo de la inversión total de la planta. 183. Figura AIII.1 Diagrama de flujo para la resolución del modelo matemático cinético del reactor de gasificación. 198.

(16) x. ÍNDICE DE ANEXOS PÁGINA ANEXO I Dimensionamiento y diseño de equipos. 0. 112. ANEXO II Cálculo de indicadores económicos para evaluar la prefactibilidad económica de la planta 0. 180. ANEXO III Modelado y simulación del reactor de gasificación de cascarilla de arroz 0. 188.

(17) xi. RESUMEN. En el presente proyecto se realizó el diseño de una planta de procesamiento de cascarilla de arroz para la obtención de dióxido de silicio amorfo y energía eléctrica. La planta se diseñó para procesar 36 toneladas de cascarilla por día, con base en la generación de desechos de una planta de arroz pequeña en Ecuador. Se seleccionó la gasificación como la mejor alternativa para la producción del dióxido de silicio amorfo y el aprovechamiento energético de la biomasa en la cascarilla. Se divide al proceso en tres partes, de acuerdo a las operaciones unitarias a realizarse: gasificación y combustión de la cascarilla, separación y reducción de tamaño de las partículas sólidas, limpieza del gas y generación de energía eléctrica. Se determinaron los criterios de diseño para cada equipo en la planta. Las características físicas y la composición química de la cascarilla se toman de bibliografía. El diseño de los equipos permitió determinar todas las variables de operación en el proceso. Conjuntamente, se realizaron los balances de masa y energía. Se construyeron los diagramas de bloques (BFD), de flujo (PFD) y de instrumentación y tuberías (P&ID). Se dibujaron también los planos de disposición en planta (Layout) y de elevación. Se muestran además las hojas de especificación de los equipos de la planta. La planta producirá un total de 1 696,09 toneladas de dióxido de silicio amorfo al año. El generador de energía eléctrica producirá una potencia de 711 kW, lo que se traduce en 5 119 200 kWh al año. Se realizó un estudio de prefactibilidad económica en el que se determinó un valor de inversión. inicial de. 6 111 067,20 USD. Se calcula la tasa interna de retorno (TIR) y valor actual neto (VAN) a 10 años de vida del proyecto. La TIR fue de 4,08 %, mientras que el VAN fue de -269 197,09 USD. La tasa de interés pasiva preferencial del 4,96 %, esto hace que el proyecto no sea rentable. El punto de equilibrio se logra con la producción de 696,21 toneladas de dióxido de silicio al año..

(18) Se analizan además los valores TIR y VAN aumentando la capacidad de producción hasta las 3 000 toneladas de dióxido de silicio al año, lo que representa un 76,88 % de aumento con respecto a la capacidad de producción considerada en un inicio. También se analiza la inversión del proyecto a 20 años. Se llega hasta un máximo para el valor de TIR de 27,69 % y VAN de 16 273 424,74 USD..

(19) 1. 1.. JUSTIFICACIÓN. En Ecuador se produce un promedio de 1,5 millones de toneladas de cascarilla de arroz al año. Esta cascarilla es considerada un residuo con alto potencial energético debido a la gran cantidad de biomasa que se produce como residuo (Instituto Nacional de Preinversión, 2014, p. 21). La composición mayoritaria de la cascarilla es SiO2, producto de alto valor comercial (Narváez, 2011, p. 25) y de creciente importación en el país (550 toneladas en 2015) según cifras del Banco Central del Ecuador (2016). Actualmente la cascarilla de arroz no es correctamente utilizada ya que la gran mayoría se abandona en el campo, en los ríos o se la quema abiertamente, ocasionando contaminación ambiental (Acero & Rodríguez, 2011). La tecnología de gasificación para el aprovechamiento energético de la biomasa en Ecuador se ha estudiado últimamente como alternativa para la reducción del consumo de combustibles fósiles y el cambio de la matriz productiva (INER, 2015a, p. 9). Tal es así que el Instituto Nacional de Energía Renovable (INER) ha realizado varias investigaciones para el aprovechamiento de residuos orgánicos en la generación de combustibles líquidos, mostrando la factibilidad técnica y económica de este tipo de proyectos y obteniéndose, inclusive, una patente en el diseño de un gasificador (INER, 2015b). Narváez, Vargas & Espinoza (2013, p. 32) sugieren que, para complementar el proceso de gasificación de la cascarilla de arroz para la producción de energía eléctrica, se deben utilizar las cenizas de la cascarilla gasificada en la producción de óxido de sílice amorfo, ya que esto hace al proyecto mucho más viable económicamente. El óxido de sílice amorfo es un material con alta actividad puzolánica (Zain, Islam, Mahmud & Jamil, 2011, p. 798) que aumenta la durabilidad y la resistencia química y mecánica de los cementos. Puede ser utilizado para la producción de cementos especiales y mezclas de concreto de alta eficiencia para usos en puentes, ambientes marinos, etc. (NPCS Board, 2012, p. 89). De acuerdo con Narváez et al. (2013, p. 25), la capacidad de producción de una planta productora de arroz pequeña en Ecuador es de 36 toneladas de cascarilla.

(20) 2. de arroz diarias; esta cantidad de cascarilla produce aproximadamente 1 500 toneladas de óxido de silicio amorfo al año, lo que representaría aproximadamente el triple de la demanda nacional requerida (Banco Central del Ecuador, 2016). El exceso de producto tendrá que exportarse. Además, se produce 1 MW de energía eléctrica si se alimenta el gas que se obtiene de la gasificación hacia un generador eléctrico (Yin, Wu, Zhen & Chen, 2002). El diseño de una planta de gasificación empleando cascarilla y producción de óxido de sílice amorfo permitirá analizar económicamente la prefactibilidad del proyecto. En caso de ser viable, podría ser el punto de partida para la implementación de plantas piloto en las zonas de mayor producción de la gramínea. El aprovechamiento energético con la gasificación de la cascarilla para la producción de energía eléctrica, conjuntamente con la utilización de las cenizas para producir óxido de silicio amorfo de interés comercial, daría a estos residuos una alternativa de disposición diferente, que reduzca el impacto ambiental y genere nuevas fuentes de ingresos para la industria arrocera. En el presente estudio, se realiza el diseño de una planta de producción de óxido de silicio amorfo utilizando cascarilla de arroz, mediante el proceso de gasificación. La capacidad de procesamiento de la planta es de 36 toneladas de cascarilla por día. El gas obtenido a partir de la gasificación se utiliza para generar energía eléctrica..

(21) 3. 2.. DESCRIPCIÓN DEL PROCESO. Se detalla el proceso de producción para obtener óxido de silicio amorfo y energía eléctrica, empleando cascarilla de arroz. La Figura 2.1 muestra un diagrama simplificado del proceso.. Área 3. Área de limpieza del gas y producción de energía. Gasificación (Reactor de gasificación, ciclones). Enfriamiento del gas (Intercambiadores de calor flujo cruzado, columna de absorción Venturi). Limpieza del gas (Columna de absorción, columna de despojamiento). Limpieza del gas (Columna de absorción, columna de despojamiento, intercambiadores de calor). Combustión (Reactor de combustión, ciclones). Enfriamiento y separación de sólidos (Enfriador de sólidos, tamices, separadores gravimétricos). Molienda (Molino vibratorio). Generación de energía (Generador eléctrico). Área 2. Área de enfriamiento, clasificación y reducción de partículas sólidos. Área 1. Área de reactores. Figura 2.1. Diagrama simplificado del proceso de producción de dióxido de silicio amorfo y energía eléctrica. 2.1.. GASIFICACIÓN. DE. LA. CASCARILLA. DE. ARROZ. Y. COMBUSTIÓN DEL CARBÓN NO QUEMADO La cascarilla se alimenta al gasificador proveniente de la zona de recepción. El reactor gasificador opera en régimen de fluidización burbujeante, a presión atmosférica (1 atm) y con una temperatura máxima de 800 oC. En este reactor se llevan a cabo las reacciones que transforman la cascarilla de arroz en carbón, cenizas y gas. El medio de gasificación en el reactor es aire atmosférico, el cual es aspirado por un ventilador desde el ambiente. El aire pasa luego por un precalentador que lo lleva hasta 200 oC, antes de ingresar al reactor gasificador. El gas producido abandona el gasificador junto con un porcentaje de material particulado. Las partículas son separadas por separadores ciclónicos. También se realiza una purga de partículas en el lecho del reactor gasificador, con el objetivo.

(22) 4. de mantener el nivel del mismo. Las partículas que se purgan pasan al reactor de combustión. El reactor de combustión es alimentado por la corriente de sólidos que salen del reactor de gasificación. El objetivo en este reactor es combustionar el exceso de carbón presente en la ceniza proveniente del gasificador, hasta llegar a un valor de máximo 3,21 % para la fracción másica del carbón. El reactor opera en régimen de fluidización rápida y eluye a las partículas más livianas y menos densas. Se trabaja a presión atmosférica de 1 atm y con una temperatura máxima de 800 oC. En las paredes del reactor de combustión se incorporan tubos por los cuales ingresa agua saturada, que fluye por efecto de diferencia de densidades provocada por la diferencia de temperaturas. Esta agua se convierte en vapor debido al calor de los gases de combustión en el reactor. El vapor abandona el reactor y pasa hacia un tambor de vapor. En total se considera un exceso de aire del 20 % para una combustión completa. Este aire es impulsado por un ventilador desde el ambiente y precalentado hasta una temperatura de 200 oC.. 2.2.. TRATAMIENTO DE SÓLIDOS. La corriente de salida del reactor de combustión lleva consigo el material particulado inerte del lecho, las cenizas y el gas de combustión. Esta corriente pasa por un ciclón, separando la mayor parte de los sólidos. La corriente gaseosa con los sólidos restantes pasa por un intercambiador de calor para precalentar el aire que entra al despojador (stripper). La corriente de gases de combustión se une luego a la corriente de gases exhaustos provenientes del generador, para luego ser enviados a una torre stack de expulsión de gases al ambiente. La corriente de sólidos pasa a un enfriamiento con agua saturada en contacto indirecto, la cual se evapora. Esto sucede en un intercambiador de calor. Los sólidos enfriados a menos de 120 oC pasan a una serie de tamizajes y separaciones gravimétricas, con el objetivo de separar la arena de la ceniza de cascarilla..

(23) 5. Finalmente, los sólidos separados como arena retornan a la tolva de reposición de arena, mientras que la ceniza de cascarilla de arroz pasa a un molino, con el objetivo de alcanzar un d80 de 8 µm.. 2.3.. LIMPIEZA DEL GAS DE GASIFICACIÓN Y GENERACIÓN DE ENERGÍA ELÉCTRICA. Después de la remoción de sólidos por el ciclón en el área de gasificación, el gas producto del reactor gasificador pasa por un intercambiador de calor. En este intercambiador, el gas de gasificación producido entra en flujo cruzado y contacto indirecto con el aire a ser precalentado. Este aire va a ingresar a los reactores de gasificación y de combustión. El gas que sale del intercambiador es alimentado en una columna de absorción Venturi, para la remoción del material particulado con una eficiencia del 100 %. Con el objetivo de remover el agua en el cual se ha impregnado el material particulado y parte de los alquitranes presentes en el gas, la corriente de gas que sale del venturi ingresa a una cámara ciclónica de recolección, en la cual las gotas se separan por gravedad y por medio de un eliminador de neblina. En esta cámara también se rocía agua, con el objetivo de que el aire baje su temperatura hasta 37 oC.. El agua recolectada (junto con el material particulado) salen hacia la zona de. tratamiento de aguas. El gas limpio sale hacia la columna de absorción. La columna de absorción es empleada con el objetivo de limpiar los alquitranes. El biodiésel para la limpieza entra en contracorriente con el gas a una temperatura de 40 oC. El biodiésel que sale de la columna de absorción entra en el intercambiador de calor en contracorriente con el biodiésel que sale de la columna despojadora. Luego éste se calienta con vapor hasta 80 oC en otro intercambiador de calor. La corriente de biodiésel ingresa a la columna de despojamiento para quitar los alquitranes.

(24) 6. disueltos en la columna de absorción. Una vez terminado el despojamiento, el biodiésel se enfría a una temperatura final de 40 oC, a la cual entra nuevamente a la columna de absorción. La corriente de aire que sale de la columna despojadora se libera al ambiente, quemando los alquitranes por medio de una tea. Por su parte, el gas libre de alquitranes que sale de la columna de absorción ingresa a los generadores para la generación de energía eléctrica. Los gases exhaustos (que han pasado por los generadores) son liberados al ambiente en la torre stack.. 2.4.. RECEPCIÓN DE LA CASCARILLA DE ARROZ E INSUMOS. La cascarilla es almacenada en un silo de recepción, para luego ser transportada al gasificador mediante un tornillo transportador. Por su parte, la arena de reposición se alimenta en una tolva y se transporta hacia el reactor de combustión mediante un tornillo transportador. El biodiésel se recibe en un tanque de almacenamiento y se incorpora al proceso para reponer las pérdidas por evaporación del mismo..

(25) 7. 3.. CRITERIOS DE DISEÑO. En el presente capítulo se definen los criterios, parámetros y procedimientos para el dimensionamiento y la selección de los equipos principales y secundarios que forman parte de la planta.. El diseño de los equipos se basó principalmente en la capacidad de operación de la planta de 36 t/día. El análisis proximal de la cascarilla de arroz se muestra en la Tabla 3.1, mientras que en la Tabla 3.2 se muestra un análisis de la composición de la ceniza. Los valores son obtenidos del estudio realizado por Echeverría & López (2010) en el que se analiza la composición química de la cascarilla proveniente del cantón Samborondón de la provincia del Guayas. En la Tabla 3.3. se muestran las condiciones ambientales promedio de las zonas arroceras del Ecuador, propicias para montar el proyecto.. Tabla 3.1. Análisis proximal de la cascarilla de arroz Parámetro. Porcentaje en peso (%). Humedad. 7,41. Volátiles. 57,09. Carbón fijo. 16,11. Cenizas. 19,39. (Echeverría & López, 2010, p. 59). Tabla 3.2. Composición mineral de la ceniza de la cascarilla de arroz Compuesto. Fracción en peso (%). Dióxido de silicio. 90 – 97. Impurezas. 3 - 10. (Echeverría & López, 2010, p. 90).

(26) 8. Tabla 3.3. Parámetros ambientales de temperatura y humedad Parámetro. Valor. Temperatura. 25,4 oC. Humedad relativa. 83,1 %. Humedad absoluta. 0,01701 kg agua/kg aire seco. (INAMHI, 2015). 3.1.. REACTOR DE GASIFICACIÓN Y COMPONENTES. 3.1.1. REACTOR DE GASIFICACIÓN. Para el diseño del reactor existen dos variables que pueden ser ajustadas libremente dentro de un cierto rango teniendo un reactor de lecho fluidizado burbujeante: el flujo de entrada de la biomasa y el flujo de entrada del aire (GómezBarea, Arjona & Ollero, 2005, p.602). El primero está condicionado por la capacidad de la planta, calculada en 1,5 t/h (36 t/d). Para calcular el caudal de aire se establecieron los valores de 0,3 para la relación estequiométrica, denotada como ER (masa de aire de entrada/masa de aire estequiométrico necesario para la combustión completa) con respecto a lo indicado por Liu, Huang & Liu (2016, p.2752). La velocidad de fluidización será de 3,3 veces la velocidad mínima de fluidización del lecho, según lo indicado por Rozainee et al. (2008, p.709). Se tomó el valor de la velocidad mínima de fluidización como 0,16 m/s para el sistema cascarilla de arroz-arena en proporción 5:95 (Rao, 2001, p. 635). El diámetro del reactor de lecho fluidizado fue calculado con la Ecuación 3.1 (Yin et al., 2002, p. 183). /∗12∗3∗4∗5∗6,/ ?/;. '()*+- = . 7∗8966∗:∗;<8 >. [3.1].

(27) 9. Donde:. '()*+AB. = Diámetro del reactor en la sección del lecho (m). E. = Flujo másico de biomasa que entra (kg/s). C. D. F. = Relación masa de aire que entra con respecto a aire estequiométrico = Volumen del gas, a condiciones normales, por kg de biomasa (m3). = Temperatura del lecho (K) = Velocidad del gas en el reactor (m/s). El lecho se compondrá en un 95 % de arena (Spath et al., 2005, p.9). La arena es estandarizada, ASTM C778 (ASTM, 2006). Esta muestra los resultados más favorables en cuanto a eficiencia en el estudio hecho por Rozainee (2007, pp. 34, 151). La altura del reactor se calculó mediante la Ecuación 3.2 (Kunii & Levenspiel, 1991), donde H es la altura del lecho, la cual tomó un valor inicial correspondiente al doble del diámetro del reactor para evitar la aglomeración de partículas (Ramírez, Martínez & Petro, 2007, p. 300). Esta altura se volvió a calcular mediante prueba y error, con base en los requerimientos energéticos del gas de salida del gasificador.. GH = E'G + G. [3.2]. Donde:. GH. E'G G. = Altura del reactor (m) = Altura de la zona freeboard (m) = Altura del lecho (m). Para el cálculo de la altura de la zona de separación libre (freeboard) se utilizó el procedimiento seguido por Kunii & Levenspiel (1991) basado en el diámetro del lecho y la velocidad de fluidización. Se realizó el cálculo con base en la gráfica presentada en la Figura 3.1..

(28) TDH/Dlech. 10. Dlecho (m). Figura 3.1. Correlaciones de Zens & Weil para el cálculo de TDH (Kunii & Levenspiel, 1991). El poder calorífico inferior del gas producido tiene que ser como mínimo de 4 MJ/Nm3, con el fin de que pueda ser admisible en un generador eléctrico comercial (Yin et al., 2002, p. 185). Para calcular la composición de los gases a la salida del reactor, la conversión del carbón proveniente de la biomasa y la temperatura real del lecho, se utilizaron los modelos cinéticos propuesto por Kaushal, Abedi & Mahimpey (2010), Yan (1998) y Gopalakrishnan (2013). El modelo se plantea en el Anexo III. El código de la simulación en MATLAB® se presenta en el Anexo III.2. Se aplicó el método de prueba y error, variando el valor de la altura del lecho fluidizado, con el objetivo de que el gas alcance el poder calorífico inferior requerido. Se tomó en cuenta, además, que la temperatura del lecho debe ser de 700-800 oC para evitar la cristalización o sinterización de los compuestos silícicos (Rozainee et al., 2008, pp. 710-711). La temperatura del aire de entrada debe ser de 200 oC, valor sugerido por Doherty (2009, pp.16-17). La caída de presión en el reactor se la calculó de acuerdo con la Ecuación 3.3 (Yang, 2003, p. 72)..

(29) 11. ∆J()*+- =. /∗K,L∗MNONPQ 7∗RQSTUO V. [3.3]. Donde: ∆J()*+WX-XY(. = Caída de presión a través del reactor de gasificación (Pa) = Masa del lecho del reactor (kg). Las propiedades hidráulicas e hidrodinámicas de la arena y la cascarilla de arroz necesarias para el modelo del gasificador y el diseño posterior del reactor de combustión se tomaron de la Tabla 3.4. La biomasa volatilizada conserva la misma forma y tamaño que la biomasa fresca, debido al esqueleto interno de sílice (Rozainee et al., 2008, pp. 36-37). Tabla 3.4. Propiedades hidráulicas e hidrodinámicas de la arena y la cascarilla de arroz en los reactores de lecho fluidizado Parámetro. Densidad (kg/m3). Densidad aparente (kg/m3). Tamaño de partícula medio (µm). Esfericidad. Parámetro. Valor. Arena. 2 430. Biomasa fresca. 650. Biomasa volatilizada. 560. Ceniza con 10 % de carbón. 1 590. Arena. 1 460. Biomasa fresca. 100. Biomasa volatilizada. 54 – 60. Ceniza con 10 % de carbón. 120 – 140. Arena. 342. Biomasa fresca. 1 600. Biomasa volatilizada. 1 600. Ceniza con 10 % de carbón. 108. Arena. 0,92. Biomasa fresca. 0,19. Biomasa volatilizada. 0,11. Ceniza con 10 % de carbón. 0,93. Porosidad del lecho de gasificación BFB (Rozainee, 2007, p. 135). 0,43.

(30) 12. 3.1.2. PLATO DE DISTRIBUCIÓN DE AIRE. El plato de distribución de aire permite que el gas se reparta homogéneamente a lo largo del lecho, permitiendo una correcta fluidización (Basu, 2006, p. 365). Para el diseño se seleccionó un plato perforado. Se eligió un valor de caída de presión de 0,1 veces la caída de presión a través del lecho. A partir de este valor se calculó la velocidad de orificio mediante la Ecuación 3.4, tomando un coeficiente de orificio de 0,6 (Yang, 2003, p. 168). F- = ZR [. ;∗∆\] ^_O. 6,a. `. [3.4]. Donde:. F-. = Altura del reactor (m). ZR. = Coeficiente de orificio. ∆Jb. = Caída de presión a través del plato (Pa). cd-. = Densidad del aire en la entrada (kg/m3). Basu (2006, p. 375) recomienda un diámetro de orificio de 1,5 mm. El número de agujeros en el plato se calculó mediante la Ecuación 3.5. Los orificios están en una distribución rectangular, para lo cual la separación entre orificios se calculó con la Ecuación 3.6. e=: f=. /∗:∗^_. O ∗^_O ∗7∗bO. ?. V. √h. [3.6]. Donde:. e F. cd. F-. [3.5]. = Número de agujeros en el plato = Velocidad del gas en el lecho (m/s) = Densidad del gas a la temperatura del lecho (kg/m3) = Velocidad de orificio (m/s).

(31) 13. i-. = Diámetro de orificio (m). f. = Separación entre orificios (m). 3.1.3. TORNILLOS ALIMENTADORES DE CASCARILLA Y DE ARENA. Walas (2012) clasifica los materiales a ser movidos por tornillos alimentadores en 4 tipos. De acuerdo con el tipo de material, el autor recomienda un diámetro, una velocidad y una carga máxima en los tornillos. Para la cascarilla de arroz (Clase I) y para la arena (Clase III), se muestran los valores recomendados en la Figura 3.2.. Diá me tro, in. Espa cia mien to, in. Velocidad máxima recomendada,. RPM. Velocidad máxima A velocidad máxima. A 1 RPM. Carga de sólidos clase I 45 % de llenado. recomendada,. RPM. Capacidad, pies cúbicos por hora A velocidad máxima. A 1 RPM. Carga de sólidos clase III 15 % de llenado. Figura 3.2. Parámetros de diseño de los alimentadores de tornillos para la cascarilla de arroz y la arena, de acuerdo con el flujo másico (Walas, 2012). Ramirez et al. (2007, p. 301) recomienda una separación entre las cuchillas de 1,5 veces el diámetro del tornillo. Con la Ecuación 3.7 se calculó la potencia eléctrica. J que requiere el motor del tornillo. Los coeficientes de arrastre fueron tomados como 2 para la cascarilla de arroz y como 4 para la arena (Walas, 2012). J= q. r. s. G. '. j∗(l∗mno) 89<. +. R∗m ;6. = Flujo másico (t/h) = Coeficiente de resistencia al movimiento = Longitud del tornillo (m) = Altura de la descarga con respecto al punto de carga (m) = Diámetro del tornillo (m). [3.7].

(32) 14. 3.2.. REACTOR DE COMBUSTIÓN. 3.2.1. CÁLCULOS ESTEQUIMÉTRICOS. El reactor de combustión es de lecho fluidizado circulante. El flujo de oxígeno excederá aproximadamente en un 20 % a la cantidad estequiométrica requerida. (Basu, 2006, p. 125). La cantidad de carbón no quemado que saldrá con la ceniza (óxido de silicio en su mayoría) en la corriente que abandona el reactor de combustión no deberá exceder al 3,21 % (Zain et al., 2011, p. 803). La temperatura de salida de los gases combustión será de 800 oC como máximo, evitando la cristalización o sinterización de los compuestos silícicos (Rozainee et al., 2008, pp. 710-711). El valor de temperatura del aire de entrada sugerido por Doherty (2009, pp.16-17) es de 200 oC. Para mantener la temperatura dentro del reactor, se dimensionaron las tuberías internas para el intercambio de calor con agua en estado de líquido saturado, dando lugar a la generación de vapor. Para los balances de masa y energía, se consideró que el carbón proveniente del reactor de gasificación se combustiona de acuerdo con la reacción de la Ecuación 3.8. Z(d) + t; (d) → Zt; (d). [3.8]. La cantidad necesaria de aire para una combustión completa se calculó con la Ecuación 3.9 (Basu, 2006, p. 446). wxyz{ i| }~| |H|y~qéH~{ = 11,53 Z + 34,34 .G − L > . Donde:. Z. = Porcentaje de carbono en la biomasa. t. = Porcentaje de oxígeno en la biomasa. G. = Porcentaje de hidrógeno en la biomasa. [3.9].

(33) 15. 3.2.2. DISEÑO DEL SISTEMA DE REMOCIÓN DE CALOR. Para el balance de energía en el reactor se consideró una pérdida energética por las paredes de un 0,44 % (Basu, 2006 p. 265). De igual manera, para mantener una temperatura máxima de 800 oC en la cámara de combustión, se calculó el área de transferencia para un intercambio de calor con agua en estado líquido saturado a 3 bar mediante la Ecuación 3.10 (Basu, 2006, 282). El coeficiente de transferencia de calor estimado para este proceso está entre 130 a 200 2008, p. 797).. M. jV . (Sinnot & Towler,. Las paredes del reactor en la zona de intercambio de calor deben estar recubiertas de tubos por donde circula el fluido frío. La temperatura de pared en los tubos será aproximadamente 25 oC más que la temperatura de ebullición del agua (Basu, 2006, 281). Y-b- = ∗ F ∗ (E − EY)b ). [3.10]. Donde:. Y-b- = Flujo calórico intercambiado desde el lecho del reactor hacia el agua en ebullición (kW). . = Área total para el intercambio de calor (m2). E. = Temperatura en el lecho del reactor (K). F. = Coeficiente de transferencia de calor de calor .jV >. E. = Temperatura de la pared de los tubos (K). M. El calor removido del reactor de combustión se aprovechará para la generación de vapor. La mezcla líquido – vapor de agua en equilibrio se almacena en un tambor en. la. parte. superior. del. sistema.. De. este. tambor. circula. el agua por las bajantes hacia un tambor de lodos en la parte inferior del sistema. El agua en el tambor ascenderá nuevamente por los tubos en contacto con los gases calientes dentro del reactor, haciendo que parte del agua se convierta en vapor. La mezcla. líquido – vapor llega al tambor superior, donde el vapor sale.

(34) 16. hacia los procesos de calentamiento. La Figura 3.3 ilustra la circulación del agua en el sistema.. Figura 3.3. Representación de la circulación líquido – vapor en el sistema de absorción de calor del reactor de combustión (Nag, 2014, p. 89). La circulación en el sistema se dará mediante la diferencia de densidades entre el vapor y el agua líquida, el cual es alto a presiones cercanas a la atmosférica (Nag, 2014, p. 89). Para evitar el daño en los tubos dentro del reactor, la relación entre la masa de vapor de agua generada y la masa total de agua circulante tiene que estar entre 6 y 25 (Nag, 2014, p. 91). El número de bajantes dependerá de la capacidad del tambor de vapor, sin embargo, la velocidad en los mismos tiene que estar entre 0,4 y 1,4 m/s (Nag, 2014, p. 92). En los tubos dentro del reactor, el flujo debe tener una velocidad entre 5 y 6 m/s (Parthiban, 2012, p. 5). Para el tambor de vapor, el valor del diámetro debe estar entre 60 y 152 cm (GAPS, 2015, p. 1).. Para el cálculo del volumen del tambor se tiene que considerar la velocidad del vapor que sale por la parte superior. El agua en el tambor tendrá que llenar como máximo la mitad del recipiente; en estas condiciones, la velocidad del vapor no puede ser mayor a la calculada mediante la Ecuación 3.11. El volumen del.

(35) 17. recipiente también tiene que albergar el agua de entrada mínimo por 10 minutos, en caso de perturbaciones o ajustes (Rayaprolu, 2013, p. 354). ^Q ^ 6,a. + = 0,65 ∗ .. >. ^. [3.11]. Donde: +. = Velocidad del vapor (ft/s). c(. = Densidad del líquido saturado .. c. (. X . >. = Densidad del vapor saturado .X > (. 3.2.3. DIMENSIONAMIENTO DEL REACTOR. El dimensionamiento se llevó a cabo de manera que la ceniza y el carbón asciendan en un régimen de transporte neumático hacia la salida del reactor. En dicho régimen, la velocidad de operación debe ser mayor a la velocidad de transporte, definida por la Ecuación 3.12, y además a la velocidad de obstrucción (choking) (Basu, 2006, p. 41), la cual se calculó resolviendo simultáneamente las Ecuaciones 3.13 y 3.14 (Basu, 2006, p. 33). FX = 1,45 ∗ ^. :TU,P¢S£P ¤T. . _ b. 6,/L/ para 20 < < 50 000. = FX,Y)¥Y + ¦. ;dRS§ (¤T ¨©,ª?)^V,V 9,L?×?6« ∗^_ V,V. D = (F*+,Y)¥Y − FX,Y)¥Y )(1 − ¬* ) c. [3.12] [3.13] [3.14]. Donde: =. ^_ ^ ^_ ®db. FX = ^. . _ b. V. ¯. ?L. para B| < 0,4. [3.15] [3.16].

(36) 18. FX = ^. FX. . _ b. ¯ 6,999. .<,a>. para 0,4 < B| < 500. [3.17]. = Velocidad de transporte . >. °. = Viscosidad del gas .. d. j∗. >. j . cd. = Densidad del gas en el lecho .. . = Número de arquímides. = Diámetro de partícula (q). i. d. j. >. F*+. = Velocidad de obstrucción . > . FX. = Velocidad terminal de las partículas . >. ¬*. j. = Fracción de vacío a la salida del reactor a F*+. ±. = Aceleración de la gravedad . V > j. ')². = Diámetro equivalente (q). D. = Flujo eluido de partículas .j∗ V>. c. j . = Densidad de las partículas en el lecho .j > d. d. La velocidad de operación que sugiere Klinzing, Marcus, Rizk & Leung (1997, p. 181) es 1,5 veces la velocidad de obstrucción, aproximadamente. El flujo de partículas eluidas en la corriente de aire a la salida del reactor se calculó mediante la Ecuación 3.18 (Chew, Cahyadi, Hreyna, Karri & Cocco, 2015, p. 155). 1³ ∗b . = . 6,a. |. ·,·. ´9,K;;,??µ_¶,¶ ¶,¹¶Vº ¸ ]. [3.18]. Donde: wd = ± ∗ i ∗ (c − cd ). wb = Zb ∗ cd ∗. :_ V. Zb = »10/B| 0,43. 6,a. 24/B|. ;. [3.19] [3.20]. f}} B| ≤ 5,8. f}} 5,8 < B| ≤ 540 f}} 540 < B|. [3.21].

(37) 19. B| = A¾. b ∗: ∗^_ . [3.22]. = Constante de elución .jV ∗> d. = Velocidad del gas en el lecho . >. Fd. j . El cálculo de las dimensiones del reactor y la velocidad de operación requirió de un proceso de prueba y error cuidadoso. Se resumen algunas de las condiciones que cumplieron. - La velocidad de operación que sugiere Klinzing et al. (1997, p. 181), es 1,5 la velocidad de obstrucción, aproximadamente. - El flujo estequiométrico de oxígeno en el reactor tiene que estar en una relación cercana a 1,2 (Basu, 2006, p. 125). - Se debe conseguir una alta eficiencia en la elución de las cenizas. - El carbón tiene que ser combustionado en un mínimo de 96,79 % (Zain et al., 2011, p. 803). - La temperatura de las corrientes de salida del reactor no pueden sobrepasar los 800 oC. Se realizaron los cálculos para cada rango de tamaños de partícula. Se asumió una distribución de tamaños de partícula para la ceniza de cascarilla de arroz en lechos fluidizados, de acuerdo con el estudio de Janvijitsakul (2007, p. 657), como se muestra en la Figura 3.4. De igual manera, la distribución de tamaños de la arena se presenta en la Figura 3.5. La cinética de combustión que propone Okasha (2007, p. 285) presenta la Ecuación 3.23 para el cálculo de la velocidad de reacción. B*Yó¥ = ¿^. 9∗MTP¢Àó£. TP¢Àó£ ∗b. Á ̇*Yó¥. [3.23].

(38) Porcentaje en el lecho (%). 20. Diámetro medio (µm). Figura 3.4. Distribución de tamaños de partículas de la ceniza en el lecho de los reactores de gasificación y de combustión. Porcentaje en peso que pasa (%). (Janvijitsakul, 2007, p. 657). Arena Mao-Liao Arena Ottawa. Tamaño de grano (mm). Figura 3.5. Distribución de tamaños de partículas de arena usada en los reactores (Feng, Cheng, Su & Shi, 2000, p. 76).

(39) 21. Donde: ̇*Yó¥ = 12 ∗ Ã*Yó¥ ∗ ZV. Ã*Yó¥ = 1,045 ∗ E*Yó¥ ∗ exp .− 5TP¢Àó£ 5. = 0,84 ∗ 6,6a. [3.24] <6 /66. 2∗5TP¢Àó£. >. [3.25] [3.26]. B*Yó¥. = Velocidad de combustión del carbón . >. ̇*Yó¥. = Velocidad de combustión específica del carbón .jV ∗>. W*Yó¥ Ã*Yó¥. E*Yó¥. = Flujo másico de carbón . > d. d. d. = Constante cinética de la combustión del carbón . >. = Temperatura en la superficie del carbón (Ç ). j . = Flujo eluido de partículas .jV ∗>. D. d. La altura del reactor se calculó a partir del tiempo de reacción y de la velocidad de subida de las partículas del carbón, la cual se calculó con la Ecuación 3.27 (Yang, 2003, p. 503). F = Fd − F(. [3.27]. Donde: F( = 1,53 ∗. 3.3.. _. ^_ ∗b. 6,a. [3.28]. SEPARADORES CICLÓNICOS. Para el diseño, se tomaron los criterios y el procedimiento de Basu (2006, pp. 398405)..

(40) 22. Basu (2006, p. 398) recomienda una velocidad de entrada al ciclón C que este en. el rango de 20-30 m/s. Se calculó el diámetro de los ciclones con la Ecuación 3.29.. Las demás dimensiones se calculan a partir de las relaciones mostradas en la Tabla 3.5. '* = .. µ(ÈÉ- b) dY )¥XYbY ?/;. >. ∗m∗3Ê. [3.29]. Donde: = Diámetro del ciclón (q). '* C. = Velocidad del gas de entrada al ciclón . > j . Tabla 3.5. Proporciones estándar en las dimensiones de ciclones para diferentes usos Ë ÌÍ. Î ÌÍ. Ï ÌÍ. Ð ÌÍ. Ñ ÌÍ. ! ÌÍ. Ò ÌÍ. ÓÔ. a. Carga alta. 0,75. 0,375. 0,75. 0,875. 1,50. 4,00. 0,375. 7,2. 4,58. b. Carga alta. 0,80. 0,350. 0,75. 0,850. 1,70. 3,70. 0,400. 7,0. 3,47. c. Propósitos generales. 0,50. 0,250. 0,50. 0,600. 1,75. 3,75. 0,400. 7,6. 1,86. d. Propósitos generales. 0,50. 0,350. 0,50. 0,625. 2,00. 4,00. 0,250. 8,0. 1,91. e. Alta eficiencia. 0,44. 0,210. 0,40. 0,500. 1,40. 3,90. 0,400. 9,2. 1,37. f. Alta eficiencia. 0,50. 0,220. 0,50. 0,500. 1,50. 4,00. 0,375. 5,4. 1,53. g. Lecho fluidizado circulante. 0,80. 0,350. 0,45. 0,500 1,000. 1,00. 2,00. -. -. -. Carga recomendada. Õ. ÌÍ #. (Basu, 2006, p. 399). La velocidad de saltación indica la velocidad máxima a la que el gas puede ingresar al ciclón sin que este pierda eficiencia por la suspensión de las partículas ya recolectadas (Echeverri, 2006, p. 131). Este parámetro se calculó con la Ecuación 3.30 (Basu, 2006, p. 399). La velocidad de entrada al ciclón debe ser menor que la velocidad de saltación para que la eficiencia teórica no disminuya. CY(X = 2,055W Ö. Ø ¶,© > ÙT Ø ·/ .? > ÙT. .. Ú '*6,69< C. ;/8. [3.30].

(41) 23. Donde: W=[. /d(^ ^_ ) V 8^_. ?/8. `. , ÛH/. [3.31]. = Diámetro del ciclón (ÛH). '* C. = Velocidad del gas de entrada al ciclón . >. cd. = Velocidad del gas de entrada al ciclón .. c. = Densidad de las partículas .. °. = Viscosidad del gas .. d. j∗. (. X . >. >. X . (. X . >. Se debe comprobar que la caída de presión no sea mayor a 2,5 kPa (Echeverri,. 2006, p. 131). La caída de presión se calculó con la Ecuación 3.32. El valor de e+ se. lo toma de la Tabla 3.5 o se calcula a partir de la Ecuación 3.33. ∆J = ; cd C; e+ ?. e+ = ∗ . + ?. [3.32]. oÜ ;. >. [3.33]. Donde: = Diámetro del ciclón (ÛH). '* C. = Velocidad del gas de entrada al ciclón . > X. Se determinó el diámetro de corte del ciclón con la Ecuación 3.34. De acuerdo con la Figura 3.6 se determina el número de vueltas (Nc).. i′X+ = [7h. Km. T 3Ê (^ ^_ ). ?/;. `. [3.34].

(42) Número efectivo de vueltas, Ns. 24. Velocidad máxima de entrada o salida (m/s). Figura 3.6. Número de vueltas en el ciclón de acuerdo con la velocidad de entrada o de salida (Basu, 2006, p. 387). Para la arena en el gasificador, se calculó la tasa de desgaste de las partículas con la Ecuación 3.35. Esta tasa de desgaste es igual a la tasa de arrastre y pérdida de las partículas en el ciclón (Lin & Wey, 2003, p. 1124). : 8. B = 2,43 × 10?; ∗ cY)¥Y ∗ :. Þß. ∗ '()*+- 6,aa ∗ WX-XY(. [3.35]. Donde: B. = Tasa de desgaste o de producción de finos . >. F. = Velocidad del gas en el reactor . >. '()*+-. = Diámetro del reactor en el lecho (q). Fj. WX-XY(. j. d. = Velocidad mínima de fluidización media de las partículas . > j . = Masa total de sólidos en el reactor (Ã±). Para las partículas del carbón que son arrastradas hacia el ciclón, la velocidad terminal es mayor a la velocidad de fluidización. La eficiencia del ciclón para cada tamaño de partícula se determinó con la Figura 3.7. Las velocidades terminales se calcularon mediante las Ecuaciones 3.36 y 3.37..

(43) 25. dp/d50. Entrada directa. Entrada tangencial. Eo, Eficiencia de colección de partículas aisladas (%). Figura 3.7. Eficiencia de colección de partículas aisladas. (Basu, 2006, p.389). yX =. yX = ^. para B| < 0,4. . ¯. . .<,a>. ^_ b ?L _ b. ¯ 6,999. para 0,4 < B| < 500. [3.36]. [3.37]. Donde: =. ^_ ^ ^_ ®db. V. [3.38]. En el reactor de gasificación, el flujo de partículas arrastradas fue calculado con las Ecuaciones 3.39 y 3.40 (Stojkovski & Kostic, 2003, p. 46). w¾ = A¾ ∗ w}~óà qá~}. A¾ = c*Yó¥ ∗ (1 − ¬5Ro )y ∗ '*. [3.39] [3.40].

(44) 26. Donde: y = y6 − yX. ¬5Ro = 1 + l^ b. Á V¿ . ^_. B|f* =. ;,a. [3.41]. l(È¶ÈN )V ;dRT. ?//,<. . [3.42]. 5,17 B|f?,a'*; f}} B|f < B|f* =â 12,3 B|f?,a '* f}} B|f ≥ B|f*. ;,8L RT. [3.43]. [3.44]. B|f = cd (y6 − yX ). b . [3.45]. Por último, se debe corregir el valor de eficiencia para cada tamaño de partícula. Eficiencia en la colección de las partículas (%). con la Figura 3.8.. Nota: Eo es la eficiencia de colección de partículas aisladas (%). Carga de sólidos en el gas de entrada (kg sólidos/m3 de gas). Figura 3.8. Corrección de la eficiencia por el efecto del flujo de sólidos en el gas (Basu, 2006, p. 388).

(45) 27. 3.4.. ENFRIAMIENTO DE SÓLIDOS Y SEPARACIÓN DE LA ARENA Y LA CENIZA DE COMBUSTIÓN. 3.4.1. ENFRIAMIENTO DE SÓLIDOS. Con el enfriamiento de los sólidos que salen del reactor de combustión se cumplen los siguientes objetivos: -. Recuperar la energía de los sólidos a alta temperatura. -. Evitar trasformaciones estructurales en el dióxido de silicio. -. Llevar a una temperatura de operación menor que 120 oC, para el tamizaje sobre malla de poliamida. Se realizó un balance de energía para determinar el flujo de calor removido de los sólidos, considerando que el fluido frío está a la temperatura del agua en estado líquido saturado a 3 bar (presión en el tambor). Se calculó el área de transferencia con base en la Ecuación 3.46 en donde el coeficiente de transferencia de calor para vapor y sólidos a granel (considerándolos como un fluido) es de 125 1994, p. 84). = F ∙ ∙ sæE'. M. jV . (Niegsch,. [3.46]. Se seleccionó un equipo comercial de acuerdo con los requerimientos de área de transferencia y de capacidad en el proceso.. 3.4.2. TAMIZAJE. Después del enfriamiento de los sólidos, la separación de la arena y la ceniza de la combustión se llevará a cabo en un tamiz vibratorio de dos bandejas y en dos separadores gravimétricos. Se asumió una distribución de tamaños de partícula de acuerdo con la Figura 3.4, para la ceniza proveniente de la combustión de cascarilla de arroz en lechos fluidizados. De igual manera, la distribución de tamaños en la arena se presenta en la Figura 3.5..

(46) 28. Se realizó una separación de los sólidos en tres rangos de tamaños: finos, medios y gruesos. Los tamaños seleccionados para los puntos de corte serán analizados con base en la composición de cada fracción. El área de los tamices vibratorios se la calculó de acuerdo con la Ecuación 3.47. Á|} =. µ(ÈÉ- ∗% \YY¥X). ?66 êß ∗¯∗ë∗ê∗R∗1∗µ∗4. [3.47]. El factor de capacidad Z se obtuvo de la Figura 3.9. Así mismo, para obtener el. factor de corrección A se utiliza la Figura 3.10, los factores B, F y G se calcularán con las Ecuaciones 3.48, 3.49 y 3.50 respectivamente. Los factores C, D y E se. Capacidad (Cf), lb pasantes por ft2 por h. toman de la Tabla 3.6.. Ancho de apertura L (in) Ancho de apertura L (mm) Denominación de malla. Figura 3.9. Factor de capacidad del tamiz en función de la apertura de malla (Sullivan, 2012, p. 22).

(47) Factor de corrección A. 29. Porcentaje en la alimentación de tamaño menor que la mitad de la apertura de malla. Figura 3.10. Factor de corrección A para el cálculo de la capacidad del tamiz, en función del porcentaje de menor tamaño que la mitad de la apertura de malla (Sullivan, 2012, p. 23) P B = ?66. ^. [3.48]. F = 1,33 ∗ .log . > + 0,4604> m X. [3.49]. G = 2,354 ∗ ò 6,;a<. [3.50]. Donde: cY. = Densidad aparente de la alimentación .j >. H. = Diámetro de alambre (q). s. ò. d. = Apertura de malla (q). = Porcentaje de la alimentación entre la apertura de malla y el d50. Tabla 3.6. Valores para los factores C, D y E en la Ecuación 3.47 Factor. Valor. Motivo. C. 1,2. Partículas de arena. D. 1 para la malla superior. Posición de la malla con. 0,9 para la malla inferior. respecto a la otra malla. 1,0. Apertura de malla cuadrada. E. (Sullivan, 2012, p. 20).

(48) 30. 3.4.3. SEPARACIÓN GRAVIMÉTRICA. La arena y la ceniza de combustión presentes en la fracción intermedia de sólidos que salen desde el tamiz vibratorio se clasifican mediante separación gravimétrica con aire, basado en la diferencia de velocidades terminales (Gregg & Billups, pp. 493-494). De acuerdo con Gregg & Billups (2010, pp. 383-385), es factible realizar una separación gravimétrica si diferencia en las densidades aparentes de las fracciones de sólidos a separarse. De igual manera, debe existir uniformidad en los tamaños de partícula. El tamaño de la partícula más pequeño no debe ser menor a la mitad del tamaño de la partícula más grande (Gregg & Billups, pp. 486-487). Se realizó la selección de los equipos comerciales con base en las características de los mismos según catálogo.. 3.5.. MOLIENDA. La selección del molino se realizó en función al tiempo de molienda necesario para que el dióxido de silicio amorfo reporte la mejor actividad química. Cabrera, Camacho, Salvador & Vásquez (2016, p. 151) reportan un tiempo de molienda necesario de 1,5 horas, valor que concuerda con el tiempo de molienda reportado por Cordeiro, Toledo & Rego (2008, p. 988) para una mayor actividad de la puzolana. Se tomaron las condiciones de molienda utilizadas por Cordeiro et al. (2008, p. 985), quienes utilizan un molino vibratorio con cilindros ocupados en un 50 % por el material a moler y un 25 % del material de molienda. Se calculó la energía específica necesaria del molino (E), mediante la Ecuación 3.51. (Gupta & Yan, 2016, p. 73-76). El dióxido de silicio amorfo obtenido de la cascarilla de arroz reporta un Work Index (W~) de 12,3 kW-h/t (Deniz, Sütçü & Umucu, 2003, p. 519)..

(49) 31. A = W~ê ∗ ¿. ?6. ô\õ¶. −. ?6. ôµõ¶. Á. [3.51]. Donde: JL6. = d80 en el flujo de producto (q). W~ê. = Work Index corregido .. = d80 en el flujo de alimentación (q). wL6. M+ X. >. El Work Index se corrigió de acuerdo con la Ecuación 3.52. La corrección se hace porque se trata de una molienda en seco, en circuito abierto y con un tamaño de producto muy pequeño. W~ê = Ç ∗ W~. [3.52]. Donde: Ç = 1,7 ∗ 1,3 ∗ Ç? ∗ Ç;. õ¶ Ç? = ?,?/a∗\. \ n?6,8. Ç; = .. '. [3.54]. õ¶. ;,// 6,; R. >. [3.53]. [3.55] = Diámetro del molino (q). Con base en estos criterios y a la potencia calculada, se seleccionó un molino vibratorio por catálogo.. 3.6.. INTERCAMBIADORES DE CALOR DE FLUJO CRUZADO. Para recuperar la energía de los gases, productos de la gasificación, se diseñó un intercambiador de calor de flujo cruzado formado por un banco de tubos con aletas rectangulares continuas..

(50) 32. Para el diseño de los tubos, se consideró un arreglo escalonado, el cual proveerá una trayectoria más tortuosa para el flujo de aire y una gran área superficial de contacto, que permitirán la utilización de la máxima energía disponible (De la Lama et al., 2010, pp. 143-144). Se seleccionaron tubos de acero inoxidable ASTM A106 grado B por su disponibilidad en el mercado nacional y además porque permiten trabajar en altas temperaturas (ASTM, 2015). De acuerdo con lo sugerido por Perry (2008), se estimaron 40 tubos para un intercambiador de flujo cruzado. Se debe calcular los espaciamientos entre tubos de manera que las aletas rectangulares no se crucen entre sí y sean continuas (Peñaloza & Urgilés, 2009, p. 74). Para el diseño térmico se utilizó el método de la diferencia de temperatura media. logarítmica (LMTD) mediante la Ecuación 3.56. Inicialmente se calcula el calor requerido para incrementar la temperatura del aire atmosférico hasta 200 °C. (temperatura requerida en el aire de entrada a los reactores de gasificación y combustión) mediante la Ecuación 3.57. = F ∙ ∙ sæE'. [3.56]. = q̇ ∙ Zf ∙ (E − E) ). [3.57]. Donde: F. = Coeficiente global de transferencia de calor .jV ∗O ê >. sæE'. = Temperatura media logarítmica (oC). . q̇. Zf. = Área de transferencia de calor (q; ). M. = Flujo másico del fluido que intercambia calor . > d. = Calor específico del fluido que intercambia calor .. ö. d∗O ê. >.

(51) 33. E. = Temperatura de salida del fluido (K). E). = Temperatura de entrada del fluido (K). Los coeficientes de transferencia de calor interno y externo se calcularon de acuerdo con los procedimientos empleados en Peñaloza & Urgilés (2009). El coeficiente global de transferencia de calor se calculó con la Ecuación 3.58. La caída de presión se obtuvo con la Ecuación 3.59. ?. :. =. ?. +O ÷O. +. 2ß. O. ÷O. + Bø + B . ù > +. ∆J = em ∙ Û ∙ ò ∙. . ¯. ¯Ê. ?. . ù> ¯. + ¯Ê. [3.58]. ^∙3Þáú ;. [3.59]. Donde: ℎ- , ℎ~. = Coeficiente de convección externo e interno .. B -. = Factor de incrustación en la superficie externa del tubo .. ü-. Bø. B . . ∆J em. M. j V ∗O ê. = Eficiencia del conjunto de aletas. > j V ∗O ê M. = Resistencia de pared respecto a la superficie externa del tubo . = Factor de incrustación en la superficie externa del tubo .. jV ∗O ê. j V ∗O ê M. = Área superficial exterior total de transferencia de calor (q; ). = Área interna total en los tubos de transferencia de calor . > = Caída de presión en el banco de tubos .jV > h. Û. = Número de filas en la dirección del flujo. c. = Densidad del fluido .j >. ò. = Factor de fricción. Cjáý. = Velocidad máxima del fluido . >. = Factor de correlación. d. j. d . >. M. >. >.

(52) 34. 3.7.. COLUMNA DE ABSORCIÓN VENTURI. Para el diseño de la columna de absorción venturi, Mussati (2002, pp. 2,19-2,48) recomienda una relación L/G (líquido/gas) de 7-10 gal/1 000 ft3, con velocidades del gas en la parte angosta de 45-150 m/s y de 15-30 m/s en la sección divergente. La caída de presión máxima debe ser de 45 in H2O. El diámetro de corte para la retención de material particulado será de 0,2 µm (Davis, 2000). Para el diseño se consideró que el gas que pasa por la torre se satura como un proceso de enfriamiento por evaporación interna (condiciones adiabáticas) (Mussati, 2002, p. 25). La temperatura de salida del gas tendrá que ser menor a la temperatura de operación de la columna de absorción aguas abajo. Esto evitará la condensación del agua y la contaminación del líquido en la columna de absorción. Se realizó un balance de energía con el objetivo de obtener la temperatura de salida de los flujos, los cuales se consideran en equilibrio termodinámico (Mussati, 2002, p. 25). Debido a que no se alcanzó una temperatura menor a la de operación de la columna de absorción, se consideró la entrada de agua en el ciclón acoplado a la columna de absorción Venturi. Para calcular la cantidad de alquitranes condensados se trabajó con las temperaturas de rocío de cada compuesto, de acuerdo con la concentración de estos en el gas. Estos valores de temperatura se obtendrán del software en línea THERSITES desarrollado por el Energy Research Centre of Netherlands ®. Una vez que calculadas las cantidades de alquitranes condensados, se calculó la cantidad de alquitranes presentes aún en la fase gaseosa. Para esto se utilizó la Ecuación 3.60, que calcula la presión de vapor de cada compuesto. log (J) = − ên5 ë. Donde: , þ, Z J. = Constantes (Ver Tabla AI.31) = Presión de vapor (bar). [3.60].

(53) 35. E. = Temperatura (K). Por definición, se estimó la desviación estándar ÿ en los tamaños de partícula que ingresan en el gas de acuerdo con la Ecuación 3.61 (Mussati, 2002, p. 22).. ÿ = bõ© b. [3.61]. «¶. La penetración (JX ) se define como la fracción de partículas que pasa a través del. Penetración, (Pt). dispositivo de recolección, ésta se obtuvo con la gráfica de la Figura 3.11.. dcorte/d50. Figura 3.11. Diámetro de corte como función de la relación de corte y la desviación estándar de la distribución de tamaño de partícula (Mussati, 2002, p. 37). A partir del valor de penetración, se calculó la eficiencia (üb ) de la columna Venturi con la Ecuación 3.62 (Mussati, 2002, p. 24).. JX = 1 − üb. [3.62]. Para el cálculo de la caída de presión se utilizó el valor del diámetro de corte mediante la Figura 3.12..

(54) Diámetro de corte (µm). 36. Caída de presión en el gas (inH2O). Figura 3.12. Caída de presión como una función del diámetro de corte (Para una columna de absorción Venturi se utiliza la línea número 4) (Mussati, 2002, p. 38). Con el valor de penetración se calculó la eficiencia en la recolección de cada tamaño de partícula. Se tomó en cuenta que para una caída de presión cercana a. 45 inH2O, la eficiencia de recolección de las partículas mayores a 5 °q es del 100%. La gráfica de la Figura 3.13 permite calcular la velocidad de paso por la parte angosta (garganta) de la columna Venturi, mediante la caída de presión y la relación. Caída de presión (inH2O). L/G (Mussati, 2002, p. 30).. Velocidad en la parte angosta (ft/s). Figura 3.13. Relación entre la caída de presión, velocidad de garganta y L/G (Mussati, 2002, p. 30).